70 萬噸/年連續(xù)重整裝置能耗核算分析

王奇，李林，陳愛青

（中國石化長嶺煉化公司，湖南岳陽 414000）

某煉化企業(yè)70 萬噸/年連續(xù)重整裝置包括預(yù)加氫處理、重整反應(yīng)和后分餾部分，以石腦油為原料，在催化劑作用下使烴類分子結(jié)構(gòu)重新排列，生產(chǎn)苯、甲苯、二甲苯等化工原料和高辛烷值汽油組分，同時生成大量氫氣[1]。其中，石腦油原料組成中90%以上為直餾石腦油，少部分為其它石腦油；2009 年進(jìn)行原油劣質(zhì)化及油品質(zhì)量升級改造工程后，將原有的低壓組合床重整改造為連續(xù)移動床工藝，重整裝置規(guī)模從50 Mt/a 擴(kuò)能至70 Mt/a，催化劑循環(huán)量由260 kg/h提高到350 kg/h。重整反應(yīng)是強(qiáng)吸熱反應(yīng)，低壓高溫利于反應(yīng)進(jìn)行，生產(chǎn)過程所需能耗較高[2]。隨著重整裝置擴(kuò)能改造，石腦油原料優(yōu)質(zhì)化升級，生產(chǎn)過程中部分加熱爐負(fù)荷瓶頸逐漸凸顯。利用模擬軟件、設(shè)計參數(shù)核實比對、機(jī)泵額定功率核算等綜合計算方式，分析出裝置實際的能耗分布和能源消耗情況，了解裝置負(fù)荷瓶頸，對系統(tǒng)平穩(wěn)運行及更好的挖掘裝置降耗潛能具有重要意義。

1 能耗核算

1.1 瓦斯消耗

70 萬噸/年連續(xù)重整裝置部分塔底重沸器和反應(yīng)裝置采用瓦斯加熱，瓦斯消耗設(shè)備有預(yù)加氫反應(yīng)加熱爐F1101、汽提塔底重沸器F1102、重整反應(yīng)加熱爐F1201、脫戊烷塔底重沸器F1202 和脫重塔底重沸器F1203，其中重整反應(yīng)加熱爐F1201 為四合一爐，爐效率93%。通過PertroSIM 軟件搭建重整模型，計算各加熱爐瓦斯消耗量，核算裝置瓦斯消耗總量。重整裝置流程如圖1所示。

圖1 重整裝置示意流程

1.1.1 F1101

PertroSIM軟件擬合F1101進(jìn)料，根據(jù)F1101油品進(jìn)出口溫度計算出焓差值，F(xiàn)1101 熱效率93%，由瓦斯組成核算出瓦斯低發(fā)熱值36 000 kJ/kg。表1 為F1101 油品物料組成和擬合結(jié)果，包含C2～C11異構(gòu)烷烴、正構(gòu)烷烴、烯烴、環(huán)烷烴和芳烴質(zhì)量占比；表2 為模擬條件和負(fù)荷核算結(jié)果。由表1 可知，F(xiàn)1101 油品進(jìn)料組成擬合結(jié)果與化驗分析一致，擬合度較好，結(jié)果可信度高。由表2 可知，預(yù)加氫進(jìn)料經(jīng)F1101 加熱至282.5 ℃需要消耗熱功率為4 667.7 kW，折算瓦斯量為0.467 t/h。F1101設(shè)計負(fù)荷為6 080 kW，即實際消耗熱功率為設(shè)計負(fù)荷的76.8%，負(fù)荷存富余。

表1 F1101 進(jìn)料擬合結(jié)果

表2 F1101 模擬條件及結(jié)果

1.1.2 F1102

利用瓦斯組成核算出瓦斯低發(fā)熱值36 000 kJ/kg，F(xiàn)1102 熱效率93%，軟件模擬汽提塔T1101 分餾過程，模擬條件及結(jié)果見表3。由T1101分餾條件核算出F1102熱量消耗為7 201.1 kW，折算成瓦斯量為0.720 t/h，爐設(shè)計負(fù)荷為7 380 kW，實際消耗熱功率為設(shè)計負(fù)荷的97.6%，即實際生產(chǎn)過程中F1102負(fù)荷受限，在裝置大負(fù)荷運行過程中加熱爐供熱負(fù)荷瓶頸凸顯，限制裝置處理能力。為確保安全運行，可通過適當(dāng)降低汽提塔回流比，降低塔底油初餾點等方式降低塔底重沸爐負(fù)荷。

表3 T1101 模擬條件及結(jié)果

1.1.3 F1201

擬合重整反應(yīng)進(jìn)料、生成油和循環(huán)氫組成，具體擬合條件見表4。通過計算油品和循環(huán)氫在各加熱爐進(jìn)出口焓差值，核算出四合一爐瓦斯消耗量，具體結(jié)果見表5。利用瓦斯組成核算出瓦斯低發(fā)熱值36 000 kJ/kg，重整四合一爐F1201熱效率93%，設(shè)計負(fù)荷47 170 kW，由表5 結(jié)果可知，加熱爐核算負(fù)荷為32 159 kW，消耗瓦斯量為3.216 t/h。實際消耗熱功率為設(shè)計負(fù)荷的68.2%，重整反應(yīng)加熱爐F1201負(fù)荷存在富余。

表4 重整反應(yīng)模擬計算條件

表5 F1201 模擬計算結(jié)果

1.1.4 F1202

利用瓦斯組成核算出瓦斯低發(fā)熱值36 000 kJ/kg，F(xiàn)1202熱效率93%。模擬T1201分餾過程，模擬條件及結(jié)果見表6。核算F1202 熱量消耗為6 357.0 kW，折算成瓦斯量為0.636 t/h，脫戊烷塔底重沸爐F1202設(shè)計負(fù)荷為6 740 kW，實際消耗熱負(fù)荷為設(shè)計負(fù)荷的94.3%，即實際生產(chǎn)過程中F1202 負(fù)荷受限，在裝置大負(fù)荷運行過程中加熱爐供熱負(fù)荷瓶頸凸顯，可操作彈性減小。實際生產(chǎn)過程中需適當(dāng)控制塔回流比在較低水平，降低塔底油初餾點，減少塔底重沸爐負(fù)荷。

表6 T1201 模擬參數(shù)及結(jié)果

1.1.5 F1203

利用組成核算出瓦斯低發(fā)熱值36 000 kJ/kg，F(xiàn)1203 熱效率93%。模擬T1202 分餾過程，模擬條件及結(jié)果見表7，其中模擬控制條件為塔頂液相外排量33 t/h，塔底溫度173 ℃，塔頂回流量18 t/h。由T1202分餾條件核算出F1203熱量消耗為5 323.7 kW，折算成瓦斯量為0.532 t/h，爐設(shè)計負(fù)荷為5 850 kW，實際運行負(fù)荷為設(shè)計負(fù)荷91.0%。在實際生產(chǎn)過程中，脫重塔塔頂料作為芳烴抽提裝置原料，如重整原料較優(yōu)，芳烴抽提裝置原料產(chǎn)量增加時，脫重塔底重沸爐負(fù)荷受限明顯，需根據(jù)重沸爐負(fù)荷適當(dāng)調(diào)整抽提進(jìn)料量，確保塔底重沸爐不超設(shè)計負(fù)荷。

表7 T1202 模擬參數(shù)及結(jié)果

1.2 蒸汽消耗

連續(xù)重整裝置有余熱鍋爐自產(chǎn)3.5 MPa 蒸汽，同時重整循環(huán)氫氣壓縮機(jī)汽輪機(jī)消耗3.5 MPa蒸汽，重整預(yù)分餾塔T1102 使用3.5 MPa 蒸汽提供塔底熱源。1.0 MPa蒸汽消耗主要有脫丁烷塔T1203和發(fā)泡劑塔T1205，為發(fā)泡劑生產(chǎn)過程塔底重沸器供熱。

1.2.1 T1203

E1211出口凝結(jié)水溫度150 ℃，壓力0.7 MPa，該溫度壓力下凝結(jié)水汽化熱為2 047 kJ/kg，升溫比熱容為4.25 kJ/（kg·℃），E1211入口蒸汽和出口凝結(jié)水溫差為70 ℃，計算溫降放熱值297.5 kJ/kg，傳熱有效熱功率93%。如表8 所示，由擬合T1203 分餾條件核算出相應(yīng)熱量消耗2 020 kW，折算成1.0 MPa蒸汽為3.34 t/h。

表8 T1203 模擬參數(shù)及結(jié)果

1.2.2 T1205

E1221 出口溫度146 ℃，壓力0.7 MPa，該溫度壓力下凝結(jié)水汽化熱為2 047 kJ/kg，升溫比熱容4.25 kJ/（kg·℃），E1221入口蒸汽和出口凝結(jié)水溫差74 ℃，計算溫降放熱值314.5 kJ/kg，傳熱有效熱功率93%。如表9 所示，由擬合T1205 分餾條件核算出相應(yīng)熱量消耗1 834 kw，折算成1.0 MPa蒸汽為3.0 t/h。

表9 T1205 模擬參數(shù)及結(jié)果

1.2.3 T1102

擬合T1102 分餾過程，其中T1102 的控制參數(shù)見表10。表11、表12 為模擬生產(chǎn)過程中3.5 MPa蒸汽與1.0 MPa 蒸汽焓值大小和換熱前后焓值變化，其中3.5 MPa蒸汽實際壓力達(dá)到3.61 MPa，1.0 MPa蒸汽實際壓力只有0.87 MPa。由表可知，蒸汽經(jīng)換熱器后放出的熱量中潛熱遠(yuǎn)大于顯熱。實際生產(chǎn)過程中，換熱器入口加除氧水降溫后給T1102 塔底重沸器供熱，因熱量主要為蒸汽潛熱，所以溫度降低對蒸汽消耗量影響不大。為簡化計算結(jié)果，不考慮除氧水注入使蒸汽溫度下降后對蒸汽消耗量的影響。T1102分餾過程所需3.5 MPa蒸汽和1.0 MPa蒸汽結(jié)果見表13。即T1102 分離過程用1.0 MPa 蒸汽供熱需7.96 t/h，用3.5 MPa 蒸汽加熱需蒸汽量7.44 t/h。

表10 T1102 分離控制參數(shù)

表11 3.5 MPa 蒸汽焓值和焓差大小

表12 1.0 MPa 蒸汽焓值和焓差大小

表13 T1102 塔底重沸蒸汽消耗量

1.2.4 連續(xù)重整3.5 MPa 蒸汽

重整裝置3.5 MPa 蒸汽包括自產(chǎn)蒸汽和蒸汽消耗部分，后者為汽輪機(jī)和T1102 重沸器消耗。以3月數(shù)據(jù)為例，汽輪機(jī)蒸汽消耗量為14 t/h，T1102蒸汽消耗量為7.4 t/h；自產(chǎn)3.5 MPa蒸汽為11.8 t/h。即重整裝置3.5 MPa蒸汽消耗量為9.6 t/h。

重整裝置鍋爐自產(chǎn)3.5 MPa 蒸汽量一定，消耗量為汽輪機(jī)和預(yù)分餾塔底供熱，其中重整循環(huán)氫壓縮機(jī)依靠3.5 MPa 蒸汽帶動汽輪機(jī)做功，在重整負(fù)荷一定情況下，汽輪機(jī)消耗3.5 MPa 蒸汽量降幅有限。預(yù)分餾塔底3.5 MPa蒸汽消耗量為7.4 t/h，占比達(dá)34.6%，其塔底溫度約為140 ℃，屬于高質(zhì)低用，可改為1.0 MPa蒸汽為其塔底供熱熱源，以減少3.5 MPa蒸汽消耗[3]。

1.2.5 連續(xù)重整產(chǎn)1.0 MPa 蒸汽

重整裝置1.0 MPa 蒸汽包括自產(chǎn)和消耗部分，自產(chǎn)即C1201產(chǎn)14 t/h，E1106產(chǎn)3.7 t/h（產(chǎn)凝結(jié)水和1.0 MPa 蒸汽比例取1:1），合計產(chǎn)1.0 MPa 蒸汽17.7 t/h。

重整1.0 MPa 蒸汽消耗為T1203 消耗3.34 t/h，T1205消耗3 t/h，E1944、E1946、M1941合計消耗蒸汽1.1 t/h，汽化器消耗蒸汽0.2 t/h，合計消耗7.64 t/h。綜合看重整裝置1.0 MPa蒸汽產(chǎn)汽量為10.0 t/h。

重整1.0 MPa 蒸汽整體消耗量正常，預(yù)分餾塔底熱源E1106 產(chǎn)生的蒸汽比例較大，為更高效的利用熱值，降低3.5 MPa 蒸汽消耗，可在E1106 蒸汽出口增設(shè)減壓閥，減少蒸汽生成。

1.3 電耗

重整新區(qū)耗電設(shè)備主要包括機(jī)泵、壓縮機(jī)和電加熱器，由表14、表15和表16可知總額定功率，機(jī)泵、運行機(jī)泵機(jī)組（不含備用）和電加熱器耗電總和即為重整裝置的耗電電量，取額定功率80%，重整裝置電耗負(fù)荷為4 282 kW。按3月計算，重整裝置耗電量為3 185 808 kW·h，實際耗電2 213 892 kW·h。因重整和芳烴抽提裝置用電量合并統(tǒng)計，裝置內(nèi)部電耗分?jǐn)倢?dǎo)致偏差，實際用電正常。

表14 重整裝置機(jī)泵耗電匯總

表15 重整新區(qū)壓縮機(jī)匯總

表16 加熱器匯總

1.4 其他能源介質(zhì)

循環(huán)水、新鮮水、除氧水、凝結(jié)水和除鹽水均采用表計量值。其中，3月份除鹽水消耗為0，統(tǒng)計消耗為11 163 t/h。

2 能耗分析

對70 萬噸/年連續(xù)重整裝置進(jìn)行能耗核算，詳見表17。

表17 月能耗核算分析

由表17可看出：

（1）重整裝置實際綜合能耗大約為70 kgEO/t。

（2）F1102 核算負(fù)荷較高，運行過程中存在超負(fù)荷風(fēng)險；F1102為T1101塔底重沸爐，為T1101提供熱源，T1101 塔頂拔出輕烴組分，保證重整進(jìn)料初餾點。實際運行過程中為保障重整進(jìn)料初餾點，F(xiàn)1102降低能耗的可能性較小。

（3）F1202 和F1203 核算負(fù)荷較高，運行過程中存在超負(fù)荷風(fēng)險；F1202 和F1203 分別為脫戊烷塔T1201 和脫重塔T1202 塔底重沸爐，運行過程中為保障抽提進(jìn)料初餾點和干點，F(xiàn)1202 和F1203 降耗空間較小。

（4）通過核算可知，T1102 塔底熱源改用1.0 MPa 蒸汽供熱時蒸汽消耗量與3.5 MPa 蒸汽供熱消耗量相近；T1102塔底熱源改用1.0 MPa蒸汽供熱有利于降低裝置綜合能耗。（5）T1102塔底熱源利用率不高，3.5 MPa蒸汽換熱后生成蒸汽較多，可通過在E1106 蒸汽出口增設(shè)減壓閥等方式，減少換熱后出口蒸汽量。

3 總結(jié)

通過核算發(fā)現(xiàn)，重整裝置汽提塔底重沸爐F1102、脫戊烷塔底重沸爐F1202 和脫重塔底重沸爐F1203實際運行負(fù)荷較高，運行過程中存在超負(fù)荷運行風(fēng)險，為確保裝置安全運行，裝置大負(fù)荷運行過程中，可通過適當(dāng)降低汽提塔T1101和脫戊烷塔T1201回流比，降低塔底油初餾點等方式降低塔底重沸爐負(fù)荷[4]；需根據(jù)脫重塔T1202 塔底重沸爐負(fù)荷適當(dāng)調(diào)整抽提進(jìn)料量，確保塔底重沸爐不超設(shè)計負(fù)荷。

連續(xù)重整裝置綜合能耗大約為70 kgEO/t，要完成全年64.5 kgEO/t能耗指標(biāo)，有以下幾個可能的方向：

（1）T1102重沸蒸汽改1.0 MPa蒸汽。1.0 MPa蒸汽和3.5 MPa 蒸汽供熱熱值差異較小，改用1.0 MPa 蒸汽可降能耗約1.15 kgEO/t，但受限于1.0 MPa蒸汽管線管徑，需要整體改造。

（2）T1102 塔底熱源利用率不高，蒸汽換熱后產(chǎn)生蒸汽較多，可通過在E1106 蒸汽出口增設(shè)減壓閥等方式，減少換熱后出口蒸汽量。

（3）停開T1203、T1205可節(jié)約1.0 MPa蒸汽6.34 t/h，降低裝置能耗約5.75 kgEO/t，但停產(chǎn)戊烷油產(chǎn)品總體效益不劃算，需綜合權(quán)衡。

（4）根據(jù)重整進(jìn)料干點和芳烴抽提裝置二甲苯中非芳含量變化情況調(diào)整重整反應(yīng)溫度，降低反應(yīng)爐負(fù)荷，節(jié)約瓦斯。

（5）適當(dāng)?shù)涂刂卣h(huán)氫量，降低汽輪機(jī)轉(zhuǎn)速，減少3.5 MPa蒸汽消耗量。